07列管式换热器

1、化工原理课程设计任务书班级 化工071 姓名 杨杰设计题目：年产 6500吨合成氨厂变换工段列管式热交换器的工艺设计1.半水煤气的组成（体积%）H236.77CH40.39CO34.22H2S0.28CO26.82020.2N221.322.水蒸汽饱和半水煤气时的体积比为1.05:1 ,饱和水蒸汽后湿混合煤气压力为kgf/cm2（绝）；温度为 141C ，要求经热交换器后温度达到401T，后再进变换炉。7.453变换率为 88.78% ;变换炉出口变换气温度为480C，压力为 7.15 kgf/cm2（绝）4. 每年估计大修、中修两个月，年工作日按300天计。5. 每生产一吨氨需耗半水煤气量为

2、3562 标准米。6. 要求热交换器管、壳程的压力降均小于250 毫米水柱。.设计范围1. 列管热交换器传热面积;2. 列管热交换器的结构及工艺尺寸;3. 绘制列管热交换器结构图目录前言4摘要5关键词5一热交换器设计的主要因素 6二列管式换热器的设计步骤 61物料衡算及热量衡算61.1物料衡算61.1.1湿混合煤气的体积 61.1.2湿混合煤气的物料衡算 71.1.3变换气的物料衡算 81.1.4质量流量与体积流量 91.2热量衡算 91.2.1同温下理想气体的恒压比热容Cpe91.2.2真实气体与理想气体的热容差 101.2.3两流体进出口热量衡算 132. 确定两流体的物性数据 132.1

3、两流体黏度 132.2两流体导热系数 142.3两流体密度 152.4两流体恒压比热容 163. 两在热体的流程安排 164. 管、壳程数的确定 175. 平均传热温差 176. 估算传热面积 187. 结构设计 187.1管程设计一确定换热管规格、管数和布管 187.1.1管子的规格 187.1.2管子的数目、布管 187.1.3管程的直径 187.2设置拉杆及确定实际换热管数 197.2.1设置拉杆 197.2.2确定实际换热管数 197.3确定管程流速 U1 197.4壳程设计 197.4.1确定换热管长度 197.4.2设置折流板 197.5核算传热面积 207.5.1管程对流传热系数

4、a的计算 207.5.2壳程对流传热系数a的计算207.5.3污垢热阻Ra的确定 237.5.4管壁热阻Rw的计算 237.5.5传热系数K。的计算 237.5.6核算传热面积 248.计算阻力压降 248.1管程阻力压降 248.2壳程阻力压降 259. 计算温差应力 2610. 设计管箱和接管 2611. 确定换热管与管板的链接方法 26三换热器主要结构尺寸和计算结果参考资料 26参考文献 28总结 29附图 30刖言传热设备简称换热器，是一种实现物料之间热量传递的节能设备，是在石油、化工、石油化工、冶金、电力、轻工、食品等行业普遍应用的一种工艺设备。石油化工厂中，它的投资占到建厂投资的1

5、/5左右，它的重量占工艺设备总重量的40%口;在我国一些大中型炼油企业中，各式热交换器的装置达到 300500台以上。就其压力、温度来说，国外的管 壳式热交换器的最高压力达 840bar，最高温度达1500。而最大的外形尺寸长达 33m，最 大的传热面积达6700m2i,2。按用途分为加热器、冷凝器、冷却器、蒸发器、过热器和废热锅炉等；换热器按传热特征可分为直接接触式、蓄热式、间壁式等4；按制造材料可分为金属、陶瓷、塑料、 石墨、玻璃的交换器等；按热流体与冷流体的流动方向可分为顺流式、逆流式、错流式等5 C目前，在换热设备中，使用量最大的是列管式换热器。列管式换热器又称固定管板式换热器。固定管

6、板式换热器由壳体、管束、管板、封头 等部件构成。其结构较紧凑，排管较多，在相同的直径情况下面积较大，制造较简单。其特点是传热面积比浮头式换热器大20%30%;旁路漏流较小；锻件使用较少，成本 低20%以上；没有内漏；壳体和管子的温差应力应小于等于50C，大于50C时应在壳体上设置膨胀节；壳程无法清洗适用于管外物料比较清洁且不易结垢的场合。由于结构紧凑、坚固，且能选用多种材料来制造，故适应性较强，尤其是在大型装置和高温、高压中得到 普遍的采用。摘要本文设计的是列管式固定管板换热器用于合成氨工艺中 co的变换。通过内插法计算冷热流体的物性参数；通过试差法确定换热器的管数、内径、换热管长度、长径比、

7、换热面积、传热系数、管壳程流速等。并进行热量、传热面积、压降的校核。关键词列管式换热器 co变换内插法试差法一. 热交换器设计的主要因素完善的换热器在设计时应满足以下各项基本要求 ：(1) 合理地实现所规定的工艺条件传热量、流体的热力学参数(温度、压力、流量、相态等)与物理化学性质(密度、 黏度、腐蚀性等)是工艺过程所规定的条件。设计时要根据这些条件进行热力学和流体力 学的计算，使所设计的换热器有尽可能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。(2) 安全可靠换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应遵照我国 钢制石油化工压力容器设计规定与钢制管壳式换热器设计规定等

8、有关规定与标准。(3) 有利于安装、操作与维修直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备部件应便于运输与装拆。(4) 经济合理评价换热器的最终指标是：在一定的时间内固定费用(设备费、安装费)与操作费(动 力费、消耗费、维修费)的总和最小。在设计时，如果几种方案都能完成任务，这一指标 尤为重要。在设计换热器时，流体流速是一个很重要的因素。若选取较大流体的流速获得较大的 换热系数，传递一定热量所需的换热面积小，可降低设备费，但高流速流体能耗大，操作 费高。反之，选取小流速流体，设备费增加，操作费降低。因此，在设计时一定要选取一 个合适的流速，使换热器能完成生产任务的前提下总费用降到最小。二.

9、列管式换热器的设计步骤1物料衡算及热量衡算1.1物料衡算以每年生产一吨氨为基准作物料衡算1.1.1湿混合煤气的体积由理想气体方程PV = nRT可知： P 0 V 0P 1V 1ToT 1式中：p0标准大气压，kPa；湿混合气体总压，kPa；Vo标准状态下半水煤气体积，m3 ；To标准状态温度，K ；T1湿混合煤气的进口温度，K ；V1半水煤气的真实体积，m3 ；已知：po=1O1.325KPaVo=3591.OOOm3To=273.15OK=(141+273.15) K=414.150Kpi= 7.45kgf -2c=(7.45 9採07)kPa =730.622kPa将已知数据代入上式得1

10、01.325 3591.0073O.622V1273.15414.15Vi 755.085m3因为水蒸气和半水煤气的体积比为1.05: 1H2COCO2N2CH4H2SO2H2OM(kg -kmol-1)2.016284428.0216.0334.09032.0018.02所以饱和水蒸气的体积：V2=1.05V1=1.05 755.085=792.83901则湿混合气的体积：V=V1+V2=2.O5 755.085=1547.924“1.1.2湿混合煤气的物料衡算查8得半水煤气各组分的相对分子质量见表2.表1半水煤气各组成的相对分子质量以H2作为典型计算H2的体积分数v%=-(1.05 1)

11、99.7236.77% 99.92.05 99.7217.969%H2的体积Vh 2 V % V17.969% 1547.925 278.147OP总的物质的量n总PV 730 6221547 924RT 8.314 414.150325.802kmolmH2 M h 2 nH2 2.016 58.334 118.023kg同理求的各组分的质量m 118.023 1525.531 477.711951.127 9.954 5.41810.190300.7073 6105.087kgH2的质量百分含量W% 业 118023 100%1.933%m 6105.087其余各组分的V%、Vi、ni、m

12、i、Wi%列于表2中表2湿混合气体的组成H2COCO2N2CH4H2SO2H2OV%17.969016.72283.332810.4188 0.19060.04880.097751.2195100.0000V/m3278.146258.85751.590161.2752.9500.7551.513792.8401547.925n i/kmol58.54354.48310.85833.9450.6210.1590.318166.874325.802mi/kg118.0231525.531477.771951.1279.9545.41810.190 3007.0736105.087Wi%1.933

13、24.9887.82615.5790.1630.0890.16749.255100.0001.1.3变换气的物料衡算变换炉的主反应CO+H20=CO2+H2副反应2H2+O2=2H2O变换器中变换气的组成为nc。neo nco=54.483百-88.78%)=6.102CO的转化率n为88.78%O2完全反应，变换器中其他组分未发生变化变换气总物质的量n总ni=106.085+6.102+59.122+34.072+0.621+0.445+119.355=325.802以H2作典型计算H2的体积分数V% n106.085325.80232.561%H2 的质量mH 2 M h 2 nH2 2.

14、016 106.085 213.867 kg同理求的各组分的质量m 213.867 170.856 2601.368 954.707 9.94915.185 2150.769 6116.702 kgH2的质量百分含量W%mH 2m213.8676116.702100%3.496变换气总体积V总n总 RT325.802 8.314 753.157.15 98.72909.395m3出的体积V h 2 V %V 总 2909.395 32.561% 947.334maH2COCO2N2CH4H2SO2H2OV%32.5611.87318.14710.4580.1910.137036.634100.

15、000V/m3947.33454.491527.956304.2645.5423.97801065.8302909.395ni/kmol 106.0856.10259.12234.0720.6210.4450119.355325.802mi/kg213.867170.8562601.368954.7079.94915.18502150.7696116.702Wi%3.4962.79342.52915.6080.1630.248035.162100.000同理可得变换气的各组分的组成列于表 3。表3变换气气体的组成1.1.4质量流量与体积流量本次设计任务是每年生产6500t氨，每小时的产量W65

16、00300 240.9028t h 1 ( 1)质量流量湿混合煤气的质量流量 ms1=XmiW=6105.087X0.9028/3600=1.531kgs1 变换气的质量流量ms2=XmiW=6116.702X0.9028/3600=1.533kg& (2)体积流量湿混合煤气的体积流量 Vs1=WV 总1=0.000251 1535.42=0.3854ts-1变换气的体积流量 Vs=WV 总=0.000251 2909.395 =0.7303t1.2热量衡算查9可知，真实气体的恒压热容 Cp=Cpe+A Cp式中Cp 同温下理想气体的恒压热容，kcal kmol-1 C-1; Cp真实气体与理

17、想气体的热容差，kcal kmol-i 0C-1 ；理想气体的Cp只是温度的函数，与压强无关，所以可由指导书上常压下的恒压比热容查得e1.2.1同温下理想气体的恒压比热容 Cp湿混合煤气进口温度：t1=141oC出口温度：t2=401oC定性温度号詈1 271C假设变换气的进口温度为190oC变换气的进口温度：T1=190oC出口温度： T2=480oC160 4802320 C查表有 tNOQC 时 CpeH=6.92kcal kmol-1oC-1t=200C 时CpeH=6.94kcal kmol-1oC-1当t=141oC时，用内插法可知 H2在定性温度下的Cp H 2 6.926.94

18、 CpH2同理可查得各组分与真实气体温度相同时的理想气体定压容駕鷲 Cp h2 6.9282kcal kmol200 141CpeH21?oC 1CpmH2COCO2N2CH4H2S02H2O22Cpit1 141C6.92826.91699.48536.88289.05848.14337.11107.97567.5441t2 401C6.98027.136810.30287.080710.78689.11577.38098.38137.8495t271C6.95427.02699.89416.98189.92268.62957.24608.17857.6968T1 190C6.93806.9

19、6109.64706.92209.35048.32667.16008.05407.6035T2480C6.99607.104010.52407.136011.32409.41127.45208.48407.9137T335 C6.96707.032510.08557.029010.33728.86897.30608.26907.7586Cp表4所示表4 摩尔定压热容/kcal kmol-1 C -11.2.2真实气体与理想气体的热容差(1)两载热体的临界温度和临界压力查io 到各组分的临界压力、临界温度如下表5：表5各组分的临界压力、临界温度H2COCO2N2CH4H2SO2H2Oy%17.9

20、6916.72283.332810.41880.19060.04885.076451.2195y%32.5611.873018.14710.45800.19100.13700.000036.6340Pc/MPa1.2973.49577.38663.39444.64079.00785.076422.1192Tc/K33.30133.00304.20126.20190.70373.60154.80647.00则湿混合煤气的临界压力为:Pci=pciy= (1.2970 K7.969+3.4957 167228+7.3866 33328+3.3944 X10.4188+4.6407 0906+9.0

21、078 0488+5.0764 50764+22.1192 51.2195) /100=12.7650MPa变换气的临界压力为：Pd=EPciyi、= (1.2970 32.561+3.4957 173+7.3866 18.147+3.3944 10.458+4.6407 0.191+9.0078 0.137+5.0764 0+22.1192 36.634/100=10.3076MPa 湿混合煤气的临界温度为：Tc1=XTyi=(33.3 17.969+133 16.7228+304.2 33328+126.2 10.4188+190.7 0.1906+373.6 00488+154.8 50

22、764+647 51.2195)/100=383.5991K变换气的临界温度为：Tc2=ETcyi=(33.3 32.561+133 1.873+304.2 18.147+126.2 10.458+190.7 0.191+373.6 0.137+154.8 0+647 C6.634)/100=319.6331K(2)对比温度、对比压力湿混合气的对比温度：t1141 273.15tr11.079T383.599t401 273.15石383.5991.757t271 273.15tr1.418T383.599变换气的对比温度:TiTT1480 273.15319.63312.3563湿混合气的对

23、比压力:TTC1亍Pr1变换气的对比压力：Pr 2(3)查取热容差160 273.15319.63311.3551320 273.15319.63311.8557F 7.45 98.7 103P12.7650.05727.15 98.7 10310.30760.0685对比温度和对比压力已经求得,则查气体热容等温压力校正图【9以 t1=141C(Pr1=0.0572 Tr1=1.079)时Cp (kcal kmol-1 C -1)作典型计算查图的Pr1=0.05Tr1=1.05Cp1、=0.23Pr1=0.05Tr1=1.1Cp1=0.18Pr1=0.10Tr1=1.05Cp2、=0.46Pr

24、1=0.10Tr1=1.1Cp2=0.36时Tr1=1.079Cp1Cp1Cp1Cp30.23 0.180.23Cp 31.051.101.05 1.0591.05 1.101.05 1.059当 Pr1=0.10Tr1=1.079 时1Cp2Cp21Cp2Cp30.46 0.360.46Cp 41.051.101.05 1.0591.05 1.101.051.059当 Pr1=0.0572 Tr1=1.079 时Cp 4Cp3CpCp30.402 0.221Cp 0.2210.100.050.0572 0.051.05 1.100.0572 0.05当 Pr1=0.05C p3 0.2010

25、C p 0.2299C p 4 0.402在 t=t1=141 C 时，Cp=Cp +Cp=7.5441+0.2299=7.7740kcalkmol-1 C -1同理求的各组分的 Cp、Cp如表6所示表6各组分不同温度下的恒压比热容kcal kmol-r -1t1 141 rt2140rt 271 rT1 480rT216rT 320 rCpm97.54417.84957.69687.91377.57127.7750Cpm0.22990.05030.09590.02210.23510.0509Cpm7.77407.89987.79277.93587.80637.8259123两流体进出口热量衡

26、算I湿混合煤气进口热量：Qti=n总Cpiti+m水=325.802 杀774 4187 141+3007.073 2492=8.8989 106kJ湿混合煤气出口热量：Qt2=门总Cp2t2+m水0=325.802 7.8998 4.187 401+3007.073 2492=11.815 106kJ 则湿混合煤气吸收的热量： Q 吸=Qt2-Qt1=11.815 106-8.8989 106=2.8261 106kJ 变换气进口热量：Qt1= n总Cp3T1+m水ro=325.483 7.9358 4.187 480+2150.769 2496=10.5498 106kJ 变换气出口热量：

27、Qt2=n总Cp2T2+m水ro=325.483 7.8063 4.187 160+2146.903 2496=7.0608 106kJ 则变换气放出的热量：Q放=Qt1-Qt2=10.5498 106-7.0608 106=3.489 106kJQ放 1.1C吸3.489 106 1.1 2.8261 106相对偏差r100%1.99% 5%Q 放3.489 106因此假设成立，变换气出口温度T2 =160C2. 确定两流体的物性数据2.1两流体黏度以湿混合煤气中的 H2作典型计算，查13得200r时H2的黏度gi=0.0115mPa$1300r时 H2 的黏度 修=0.0135mPas1定

28、性温度271 r下由内插法得H2的黏度卩0.0115271 2000.0129mPa s 12110.0135 0.0115t2 tit t300 200同理得到定性温度271C下湿混合煤气各组分的黏度如表7表7湿混合煤气各组分的黏度mPasH2COCO2N2CH4H2S02H2O110.01290.02830.02560.02860.01780.02410.03100.0188yi%17.969016.72283.332810.41880.19060.04880.097751.2195同理得到定性温度320 C下变换气各组分的黏度如表 8表8变换气各组分的黏度mPasH2COCO2N2CH4

29、H2S02H2O0.01390.03040.02820.03200.01950.02760.03280.0212yi%32.5611.87318.14710.4580.1910.1370.00036.634定性温度271C下湿混合煤气的黏度g 1-y Miy M6.63322(0.0129 17.969 1.4198 0.028316.7228 5.2915 0.0256 3.33280.0286 10.4188 5.2934 0.0178 0.1906 4.0037 0.0241 0.0488 5.8390.031 0.0977 5.6570.0188 51.2195 4.245) 100

30、0.0911y M 2(17.969 1.4198 16.7228 5.2915 3.3328 6.633210.4188 5.29340.1906 4.0037 0.0488 5.8390.0977 5.657 51.2195 4.245) 100 4.1287则湿混合气的黏度m1iy M yi M侖 10 3 2206 105 Pa S定性温度320C下变换气的黏度n2曲7 1033.88952.5101 105 Pa s2.2两流体导热系数查12的水蒸气的导热系数（Wm-1K-1）t1=200C 时入=0.663t2=300C 时尢=0.540ta=370C 时 治0.34当t=271

31、C由内插法得2110.540.6630.663t2t1t t1300200271 200当T=320 C由内插法得3220.340.540.54t3t2t t2370300320 300在低压区（0.1 10atm区域内，每增加一个0.57567W m -1 K -10.4829W m-i K -1atm，多数气体的导热系均增加 1%左右,1.786这种差别在文献中可以忽略且满足 二T1本次设计中由于 P1=7.45 98.07 401.325=7.2107atm8.07 401.325=6.9203atm10atm因此可以忽略压力对导热系数的影响查得常压下各组分的导热系数，根据上面公式可表9

32、定性温度下的导热系数求得H2S的导热系数，其它组分的导热系数通过查13得到列于表9。入 /W -mH2COCO2N2CH4H2SO2H2Ot 271C0.0760.5750.03830.04070.04520.043150.04490.045470.0870.482T320C0.04510.04430.04770.046400.179449.14849在t=271C的定性温度下湿混合气的导热系数m11i yi M13|y M13i y M3.5303 0.0431 10.4188 3.0373 0.0765 0.1906 2.5214 0.0449 0.0488 3.24250.0454 0.

33、0977 3.1748 0.5757 51.2195 2.6217) 100 0.821913(0.0383 17.969 1.2632 0.040716.7228 3.0366 0.0452 3.3328yi M0.1906(17.969 1.2632 16.7228 3.0366 3.3328 3.530310.4188 3.03732.5214 0.0488 3.2425 0.0977 3.1748 51.2195 2.6217) 100 2.5212iy M 13130.82192.52120.326W m 1同理求的T=320C的定性温度下变换气的导热系数m20.53082.3962

34、0.2215W m i2.3两流体密度(1) 湿混合气的摩尔质量 MiM i yiEMiyi=(2.016 17.969+28 采6.7228+44 g.3228+28.02 10.4188+16.03 X0.1906+34.09 0049+32 0.097+18.02 51.2195)低0=18.7386I(2) 变换气的摩尔质量M2M i yEMiyr=(2.016 32.561+28 1.873+44 18.147+28.02 10.458+16.03 X0.191+34.09 0.137+32 0+18.02 36.634)低0=18.7746压力不高时气体的密度可按理想气体状态方程计

35、算PM 16RT式中P-压力，KPaM-摩尔质量，kg kmol-1R-气体常数，8.314kJ kmol-1 K-1T-热力学温度，K(3)湿混合气的密度1PM7.45 98.07 18.73863.0262kg mRT8.314 (273.15 271)(4)变换气的密度2P S7.15 98.07 18.77462.6696kg m 3RT28.314 (273.15 320)2.4两流体恒压比热容定性温度下的恒压比热容热量衡算已经求得，即t=271C时，湿混合煤气的定压比热容Cp1 =Cp1 o+Cp1 =7.6968+0.0959=7.7927kcal kmol-1 C -1T=32

36、0 C时，湿混合煤气的定压比热容Cp2=Cp2o+Cp2=7.775+0.0509=7.8259kcalkmol-1 C -13. 两流体的流程安排换热器内流体流程流程安排依据：(1) 粘性大的流体应走壳程，流体在有折流板的壳程流动时，在较低的雷诺数下，即可 达湍流，有利于提高传热系数。(2) 压力高的流体走管程，因为管子直径小，承受压力的能力好，还避免了采用高压壳 体和高压密封。(3) 具有腐蚀性的流体走管程，这样可以用普通材料制造壳体，而管束、管板和封头要 米用耐蚀材料。(4) 蒸汽一般通入壳程，因为这样便于排除冷凝液，而且蒸汽教清洁，其给热系数又与 流速关系小。(5) 需要提高流速以增大

37、其给热系数的流体应当走管内，因为管内截面积小，而且易于 采用多管程以增大流速。(6) 被冷却的流体应走壳程，便于散热。分析湿混合煤气和变换气的物理化学性质：本次设计任务中，湿混合煤气的压力大于变换气的压力；而且湿混合煤气中水汽处于饱和状态，H2S造成的腐蚀性大，而变换气中水汽处于不饱和状态，故H2S造成的腐蚀性较小；而且变换气是被冷却的流体。根据上述流程安排依据，综合考虑：湿混合煤气走管程，变换气走壳程。4. 管、壳程数的确定列管式换热器最一般的形式为单管程单壳程，但多管程多壳程的亦很常见。当流量一定时， 管程或壳程越多，对流传热系数越大，对传热过程有利。但是采用多管程或多壳程必然导 致流动阻

38、力增大，即造成输送流体的动力费用增加。因此，总和考虑选用单管程单壳程。 5平均传热温差根据冷热流体流程安排和所设计管、壳程数确定两流体逆流流动形式。设计该换热器逆流操作有两方面原因：在冷热流体进出口温度相同的情况下，逆流的对数平均传热温差恒大 于并流，所需的传热面积比并流时的少，则设备费较低；逆流还可以节省冷却剂或加热剂 的用量。计算其平均温差tm已知 ti=141Ct2=40仁CTi=480CT2=160C因为该换热器逆流操作，则ti=T2-t2=480-40仁79Ct2=T 2-t1=160-14 仁 19C则对数平均传热温差1 tm*廻942.1 Cln 丄 ln 79t2196. 估算

39、传热面积经验数据：气体的总传热系数范围3060kcal m h-1 C -1假设 K=42kcal m-2 h-1 C -1=42X1.63=68.46W m-2 h-1根据基本传热方程，估算传热面积】AQKtm7.087861068.46 42.1245.6m 27. 结构设计7.1管程设计一确定换热管规格、管数、布管和管程的直径7.1.1管子的规格选用GB151-89 25 X 2.的冷拔无缝钢管7.1.2管子的数目、布管依据传热管内径和流速确定单程传热管数，根据公式6450.3853.14 0.02 1.94因为正三角排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，对流传热系数大。因此采用正三角排列。

40、查14单管单程正三角排列得，管板上排管数目n=613六角形的层数a=137.1.3管程的直径根据管子的直径为25mm，可以确定管间距t 为 32mm。取 b3=0.45cb固定管板式换热器外壳的内径按下面公式计算Di=DL+2b3式中Di换热器外壳的内径，mmDl 布管限定圆外径，mmb3 -列管束最外层换热管外壁到壳体内壁的最小距离，mmDL=t(b-1)+d。式中b=2a+1,为管子排列正六边形对角线上的管子数；a为六角形的层数。DL=t(b-1)+do=32X (2X13+1-1) +25=857mm为了制造和加工制造上的方便，应按一定的规范将Di圆整，按GB151-89，卷制的公称直径

41、以400mm为基准，以100mm为进级档，必要时也可以 50mm为进级档。Di=D L+2b3=857+2 X1.25+圆整值=857+22.5+圆整值=900mm则 0.25d0900=720mm采用我国标准化的挡板间距，选用800mm板间距，有指导书查得，do=25mm的管子最大无支撑跨距为1900mm。则 Nb L 16000 16.5对 Nb 取整得 Nb=7h 800若选用圆缺形折流挡板，则弓形高度hd 一般为外壳内径的2045%取弓形高度 hd=20%h=0.20K800=160mm7.5核算传热面积7.5.1管程对流传热系数a的计算在管程定性温度271 r下，物性数据前面已经求得

42、:卩1=2.2206 X0-5Pa s?m1=0.3260W m-1 K-1M1=18.7386 kg kmol-1 p=3.0262kg m-3Cpm1= (7.7927 4.187) kJ kmol -1-C =7.7927 4.187 10318.73861.7412 103 J kg1?C当Re=200010000时，粗估计可用 Nu=0.023RB.8Pe计算燃后用f2进行校正何雷诺数普兰特准数1.7412 103 2.2206 10 50.3260du10.1178Renil0.02 2.02 3.02622.2206 1055505.2869根据公式 Nu1=0.023Rew.8

43、Prm (流体被加热 n=0.4) 1Nu i（d为管子内径） 2rrt0.80.40.023 miRepi由12两式得156.6713W m2 K i0.023 0.326 5505.2869.8 0.117&4002f2 16 10Rei.86 1055505.28690.8891a1=f2 a=0.8891156.6713=139.2964Wm-2 K-17.5.2壳程对流传热系数a的计算在壳程定性温度320 r下，物性数据前面已经求得:pm2=2.4283 10-5Pas 治2=0.2215W m-1 k-1M 2=18.7746 kg kmol-1 p=2.6696kg m-3Cpm

44、= (7.8259 4.187) kJ kmol-1：C =7.8259 4.187 1018.77461.7453 103 J kg 1?C管子按正三角形排列时，当量直径de亠C0冬 _二2t 4d。3.14 0.025 2 0.032 4 0.0250.0219m0.0250.03220.157mV总2厲RTP2325.483 8.314 (320 273.15)7.15 98.072289.0783ma变换气的体积流量Vs2=WV 总 2=0.000251 2289.0783=0.5746ts-r则变换气的流速u2=气0.57460.15753.648m s 1普兰特准数Cpm2 m 2

45、Prm 21.7453103 2.4283 竺0.22150.1913雷诺数Redeu 2m20.0219 3.648 2.66962.2215 10 59600.6098当壳程设置有25%的圆缺形挡板N= 0.36 Re0416壁温为TvT 17yM(0.0138 32.561 1.4198 0.0302 1.873 5.2915 0.0279 18.1742 AomPa-sH2COCO2N2CH4H2SO2H2Opv0.01380.03020.02790.03150.01930.02720.03290.0210yi%32.56101.873018.147010.45800.19100.13

46、700.000036.6340设Tw=315C查得各组分的黏度如表 10表10变换气各组分在定性温度315C的粘度在此温度下变换气的黏度vwi y M10.03291 2 yM0.19060 5.657 0.0210 36.634 4.245) 1000.0933(32.561 1.4198 1.873 5.2915 18.147 6.633210.4188 5.29344.0037 0.0488 5.839 0.0977 5.657 51.2195 4.245) 100 4.1287wi i6.6332 0.0315 10.458 5.2934 0.0193 0.191 4.0037 0.0272 0.137